苯-甲苯精馏塔工艺设计与原料液预热器选型设计--化工原理课程设计

化工原理课程设计 说明书设计项目：苯甲苯精馏塔工艺设计与原料液预热器选型设计学院名称： 化学工程学院 专业班级： 过控06-1 学 号：200612081 2006121学生姓名： 叶少华 王有为 相庆庆 设计组序： 10 指导教师： 张 洪 流 二八年七月十一日目录设计任务书3设计指导书4一、前言6二、苯甲苯精馏塔工艺设计？（一） 精馏方案的确定？（二） 产品流量计算？（三） 操作回流比确定？（四） 理论塔板数计算？（五） 实际塔板数计算？（六） 塔内气、液相流量计算？（七） 设计截面的选择？（八） 流体物性参数计算？（九） 设计截面结构参数计算？（十） 负荷性能图校核与结构参数推广？（十一） 浮阀塔结构参数一览表 ？三、列管式料液预热器的选型设计？（一） 物性参数计算？（二） 流体流动空间的选择？（三） 列管类型的选择？（四） 初估换热器传热面积？（五） 设备选型？（六） 传热性能校核？（七） 换热器结构参数一览表？四、附设计图？五、参考文献？六、结束语？课程设计成绩评定表？化工原理课程设计任务书 同学：威名化工厂拟采用一板式塔分离苯甲苯混合液。已知：原料质量流量为 13000 kg/h，料液组成为 45 （质量百分比，下同），初始温度为30，用流量为 12500 kg/h、温度为 170 的中压热水加热至沸点进料；要求塔顶产品中苯的含量不小于 95 、釜液中苯的含量不高于 3 -。试根据工艺要求进行：（1）非标准浮阀式精馏塔的工艺设计；（2）标准列管式原料预热器的选型设计。设计时间：2008.6.302008.7.11（校历1920周）指导教师：张洪流 二八年七月十一日化工原理课程设计指导书一、列管换热器选型设计的一般步骤1、根据换热任务，本着能量综合利用的原则选择合适的加热剂或冷却剂；2、确定基本数据（包括两流体的流量、进出口温度、定性温度下的有关物性等）；3、确定流体在换热器内的流动空间；4、根据两流体的温度差和流体类型，以和jDt不小于0.8的原则，确定换热器的结构形式； 5、计算换热器的热负荷和传热平均温度差；6、查表选取总传热系数K选，根据传热基本方程初步算出传热面积并以此作为选择换热器型号的依据；通常在估算面积时，需结合热损失、技改挖潜等加放10.25%的裕度系数。即7、按所选换热器的公称传热面积应接近估算面积的原则，查标准列管换热器规格表，初选换热器规格；8、校核压降；根据初选设备的情况，计算管、壳程流体的压降是否合理。若压降不符合要求，则需重新选择其它型号的换热器，直至压降满足要求为止。9、传热性能校核；先计算出所选设备的实际传热系数K计，再由传热基本方程求出所需传热面积S需，最后将S需与换热器的实际换热面积S实比较，若S实/S需在1.11.25之间，则认为合理，否则需另选K选，重复步骤69，直至符合要求为止。该校核过程也可以在求出所选设备的实际传热系数K计后，用传热基本方程式计算出完成换热任务所需的传热系数，即若K实/K需在1.11.25之间，则认为合理。二、浮阀式精馏塔的工艺设计的一般步骤1、分析拟分离混合物系，确定蒸馏方案；2、根据确定的精馏方案，进行工艺参数计算（包括操作温度、产品流量、操作回流比、塔板数、精提馏段气液相流量的确定等）；3、选择设计截面，查取该截面上气液两相流体的物性参数；4、进行塔板工艺尺寸设计（包括设定板上清液层高度，选取板间距，初估塔径，选择塔板溢流方式，进行溢流装置设计，确定浮阀数等。为减少返工，暂不进行塔板分块结构设计即在估出塔径和浮阀数后，直接查取工程手册中的标准塔板结构，看该塔径塔板能否容纳计算出的浮阀数，若能容纳，即可进行下一步骤）；5、绘制塔板的负荷性能图，并在全塔范围内推广、调整塔板结构参数、操作弹性；6、用最终确定的精、提馏段塔板结构参数进行塔板分块；7、标准附件设计（包括进出口接管规格、人孔、裙座等）。三、设计说明书要求（一）设计说明书内容要求1、目录2、任务书3、前言（不少于1500字，内容包括：设计目的和意义、成果展望、设计指导思想、数据的来源和先进性论证、鸣谢等）；4、设计内容（按统一格式分栏显示内容，包括步骤名称、计算内容和结果、备注引用公式和参数的来源）；5、设计结果一览表（将换热器、浮阀塔的结构参数和技术特性列表）；6、结束语（不少于500字，内容包括：对设计的自我评价、存在哪些设计问题和解决方法、设计心得体会）。（二）附图1、用autoCAD绘制理论塔板数计算图、系统操作温度计算图（txy关系曲线）、精提馏段的负荷性能图各一张；2、用autoCAD绘制精馏塔的装配图（包括塔体剖面图、塔板分块结构图、进出口接管图）一张。（三）其它1、设计说明书一律用计算机打印，体式见后页；3、说明书与附图装入档案袋，并在袋面填入明细。设计进度安排表周次一二三四五19浮阀式精馏塔的工艺设计20标准列管换热器选型浮阀塔装配图绘制编写设计说明书自前言到结束语在此区域编写（格式如下）：附件：设计说明书样本文件前言 我们的设计是为江华化工厂拟新建的苯-甲笨混合液分离系统进行的专项设计。为了您对我们的设计有一个粗略的了解，所以作以下解读，由于时间仓促，加之设计人员的水平有限，设计中难免有不足之处，衷心希望得到各位专家的批评指正，以使设计更趋完美。原料预热器拟采用标准U形管式换热器。我们知道，换热器是化工、石油、动力、食品和其他许多工业部门的通用设备，因而在生产中占有重要地位。换热器的种类根据冷、热流体热量交换的原理和方式基本上可分为混合式、间壁式、蓄热式和中间载热体式四大类。为便于废热利用，同时考虑到使用的普遍性，故本设计中采用间壁式换热器。而间壁式换热器又以列管式换热器应用最广，具有单位体积设备的传热面积大，间壁两侧流体可通过流体输送机械控制在强制湍流状态，故传热系数大，传热效果好等优点。故本设计中对原料预热器的设计拟采用列管式换热器。又由本设计工艺条件可知，作为加热剂的热柴油进口温度为180，苯甲苯混合液的初温为30，传热温差必超过50。因此，列管式换热器必须从结构上考虑热膨胀的影响，采取各种补偿的办法，以消除或减小温差应力。根据所采取的温差补偿措施，列管式换热器又可分为：主体拟采用浮阀式精馏塔。浮阀式精馏塔是近40年发展起来的，它兼备了泡罩塔和筛板塔的优点，具有结构简单，制造方便，造价低，生产能力大的优点。由于阀片的采用，可以随气量的变化自由升降，漏液几率低；上升气流水平进入液层，气液两相接触时间长，具有较高的塔板效率。故浮阀塔具有操作弹性大，稳定性高，分离性能好等优点。由于浮阀塔优点显著，迄今为止仍是化工蒸馏过程中使用最广泛的一种塔型。故本设计中主体分离设备拟采用该结构。化工生产中所处理的原料，中间产物，粗产品几乎都是由若干组分组成的混合物，而且其中大部分都是均相物质。生产中为了满足储存，运输，加工和使用的需求，时常需要将这些混合物分离为较纯净或几乎纯态的物质。 精馏是分离液体混合物最常用的一种单元操作，在化工，炼油，石油化工等工业得到广泛应用。精馏过程在能量计的驱动下，使气，液两相多次直接接触和分离，利用液相混合物中各相分挥发度的不同，使挥发组分由液相向气相转移，难挥发组分由气相向液相转移。实现原料混合物中各组成分离该过程是同时进行传质传热的过程。本次设计任务为设计一定处理量的分离四氯化碳和二硫化碳混合物精馏塔。板式精馏塔也是很早出现的一种板式塔，20世纪50年代起对板式精馏塔进行了大量工业规模的研究，逐步掌握了筛板塔的性能，并形成了较完善的设计方法。与泡罩塔相比，板式精馏塔具有下列优点：生产能力（20%40%）塔板效率（10%50%）而且结构简单，塔盘造价减少40%左右，安装，维修都较容易。化工原理课程设计是培养学生化工设计能力的重要教学环节，通过课程设计使我们初步掌握化工设计的基础知识、设计原则和方法；学会各种手册的使用方法和物理性质、化学性质的查找方法和技巧；掌握各种结果的校核，能画出工艺流程、塔板结构等图形。在设计过程中不仅要考虑理论上的可行性，还要考虑生产上的安全性、经济合理性。在设计过程中应考虑到设计的业精馏塔具有较大的生产能力满足工艺要求，另外还要有一定的潜力。节省能源，综合利用余热。经济合理，冷却水进出口温度的高低，一方面影响到冷却水用量。另一方面影响到所需传热面积的大小。即对操作费用和设备费用均有影响，因此设计是否合理的利用热能R等直接关系到生产过程的经济问题。本课程设计的主要内容是过程的物料衡算，工艺计算，结构设计和校核。a) 带膨胀节的固定管板式换热器优点：结构简单,成本低；适用场合：壳程流体不易结垢或容易化学清洗，温差低于6070，压力低于7kg/cm。缺点：壳程不易机械清洗，对高压流体膨胀节的胀缩不灵敏，温差范围低。b) 浮头式换热器优点：热补偿范围宽，易于清洗，应用较普遍。缺点：结构较为复杂，消耗金属材料多，浮头密封要求高，造价高。.c) U形管式换热器优点：结构简单，造价低廉，壳程易清洗，热补偿范围宽，易于维修，便于加工。通常化工厂的机械车间即能制造。缺点：U形管的肘管部位不易清洗，适用于管程流体不易结垢的场合。鉴此，本设计过程中的原料预热器选用标准U形管式换热器。设计分为两大部分进行：一.苯-甲苯精馏塔的工艺设计包括：（一）精馏方案的确定；（二）产品流量的计算；（三）操作回流比的确定；（四）理论塔板数计算；（五）实际塔板数计算；（六）塔内气液相流量计算；（七）设计截面选择；（八）流体物性参数计算；（九）设计截面结构参数计算；（十）负荷性能图校核与结构参数推广；（十一）浮阀塔结构参数一览表二.列管式料液预热器的选型设计包括：（一）物性参数计算；（二）流体流动空间计算；（三）列管类型选择；（四）初估换器传热面积；（五）设备选型；（六）传热性能校核；（七）换热器结构参数一览表。采用本设计方案进行苯-甲苯料液分离处理，进料液流量为11000kg/h，按一年320个工作日计算，年处理料液能力可达10万吨，馏出产量为4.3万吨/年，釜液产量5.7万吨/年，扣除生产操作费用和塔的折旧费用，可创造可观的经济利润。为确保设计的合理性，在本设计过程中，设计人员采用了最新化工工程标准和数据。以气液相负荷最大的近釜塔板为设计板面，并将设计结果通过流体力学验算、负荷性能校核加以分析并推广至全塔，从而对浮阀式精馏塔的塔结构进行精确定位。此外，在设计中赋予了一定的裕度，因此在一定程度上物料的进料流量和塔内的气液两相流量均具有一定的可调性，大大减少化工生产过程中事故发生的概率，减少由于事故发生所造成的损失。此外，设计在满足工艺要求的前提下力求降低生产成本，以确保系统的最优化，设计方案的可操作性强。本设计王有为，叶少华，相庆庆完成。在设计过程中得到了张洪流教授的指导和帮助，同时对于在设计中给予帮助的同仁，在此一并表示感谢！项目名称设计计算过程一、苯甲苯精馏塔的工艺设计（一）精馏方案的确定（二）产品流量计算（三）操作回流比确定（四）理论塔板数计算（五）实际塔板数确定（六）塔内气液流量计算（七）设计截面选择（八）流体物性参数计算（九）设计截面结构参数计算（十）负荷性能图较核与结构参数推广（十一）塔设备附件设计和选用十二浮阀塔结构参数一览表二、U形管式原料液预热器的选型设计（一）初选换热器（二）换热器性能校核1、相图的绘制本设计相图数据采用计算法。其中苯-甲苯二元物系在总压101.3K下蒸汽压、由安托万方程计算： 因苯-甲苯二元物系可近似为理想溶液，同时精馏系统的温度不太低、压力不大，气相可近似为理想气体。故汽液两相平衡组成可由下式计算: ； 在总压P=101.3 kPa下，取80.1至110.6共30组数据作出苯-甲苯的温度-组成相图与苯-甲苯的yx相图，其中30组数据计算结果见附表一。 附表一80.1101.339.01181104.15240.1860.9550.98282107.37841.5830.9080.96283110.6243.0200.8610.94184114.444.5000.8160.91985117.52946.0120.7760.90086121.0744705700.7310.87487124.73049.1700.6900.85088128.450.80.6510.82589132.21152.4980.6120.79990136.09554.2290.5750.77391140.06756.0050.5390.74592144.12857.8000.5040.71793148.28059.6970.4700.68894151.52461.6140.4370.65895156.86263.5800.4040.62696161.365.60.3730.52497165.82267.6220.3430.56198170.44869.7800.3130.52799175.17371.9500.2840.491100180.074.20.2570.456101184.92476.3740.2300.420102189.95378.7830.2030.381103194.92683.60.1520.300104200.383.60.1270.258105205.67486.1210.1270.258106211.12988.6830.1030.215107216.69591.3060.0800.17110822.494.00.0570.125109228.16196.7330.0350.078110.6237.70101.300用坐标纸绘制苯-甲苯的温度组成相图总压P=101.3 k、苯-甲苯x-y相图（见设计附图）2、分析系统由苯-甲苯的温度组成相图知在分离区域无恒沸组成、无热敏物质存在，沸点相差30，组分挥发能力差异较大，故可用普通常压连续精馏方法加以分离。综合塔板性能比较，确定采用浮阀式精馏塔作为分离主体。原料质量流量13000kg/h料液组成45塔顶产品苯95塔釜产品甲苯含量3设、代表塔顶、塔底产品质量流量，由进出口质量守衡有0.95+0.03=110000.45+=13000 可求得=6367.347kg/h ,=6632.653kg/hF为料液流量（）,D,W分为塔顶、塔底摩尔流量（）。、为苯、甲苯的分子量。、分别苯的摩尔分率F=+=155.202=0.491=0.957=0.035D=F=155.202=76.343W=F-D=78.859注: =78.112, =92.138查元素周期表在苯-甲苯的x-y相图上,当线=0.491时与共交点为e,查得坐标值为e(0.491,0.71)。由取实际操作回流比R=1.7=1.71.128=1.918拟采用塔釜间接加热，塔顶为全凝器。用图解法计算理论塔板数，步骤如下：1、 在x-y相中作出苯-甲苯平衡线和对角线如附图所示在对角线上定出点a、f、b2、 作精馏段操作线ac先计算：=，在y轴上标定点c，连接ac即得3、 作q线，对饱和液进料，q线为通过点（0.491，0）的垂直线4、 作提馏段操作线db ，由q线与ac线交点得两操作线交点d，连b、d即得由图中梯级数目知：全塔理论板数为13块（已扣除塔釜），其中精馏段需7块、提馏段6块。1、塔效率计算全塔平均温度按塔顶和塔釜温度的算术平均值计算，塔顶和塔釜可分别近似为纯苯和纯甲苯，则有查取化工工艺设计手册得知，95.35时苯粘度为，。故在全塔平均温度下平均粘度：cP因苯甲苯体系可近似为理想溶液，故相对挥发度可用下式计算：故有 全塔塔板效率2、实际塔板数精馏段6/0.540712块提馏段7/0.540713块全塔实际塔板数为25块，其中上数第14块塔板为加料板。为便于调节浓度并考虑接管的方便，在12、16块塔板处加设辅助进料管。精馏段气相摩尔流量液相摩尔流量对q=1时提馏段有：液相流量 气相流量 对于沸点进了的精馏过程而言，在塔底部近釜处无论气、液想的流量均为最大，故易发生过量液沫夹带、气泡夹带和液泛事故。同时该部位压降最大所以若该部位能满足设计要求的话，则其他部分也一定够满足。所以可选择塔釜上侧的塔板作为设计塔板，此外，由于该板上气、液两相组成。温度均与塔釜相差甚微，故可用釜底的性质来代替该板上的气、液两相性质。由于精馏段顶部的第一块塔板上气、液两相流量最小，取易发生严重漏夜和干堰现象，所以对塔釜上侧塔板作为设计对象设计出的结构必须保证底部第一块板上的负荷性能的满足。可确定塔釜上侧塔板作为设计截面。1、 塔釜上侧塔板物性参数的计算由液相摩尔分率，查yx图得气相摩尔分率。气相平均分子量液相平均分子量液相密度由式计算（其中、分别为苯、甲苯质量分数）故 塔釜上侧塔板温度可视为釜底温度，因釜底近似为纯甲苯，故温度可按110.6计算。此时，苯、甲苯蒸汽压=237.7，=101.3。塔釜上侧压强气相密度塔釜上侧塔板体积流量液相体积流量气液体积流量2、 塔顶第一块板气体物性参数计算气相摩尔分率气相平均分子量液相平均分子量=0.95778.112+0.04392.138=78.715kg/kmol液相密度塔顶温度可视为80.1，此时苯、甲苯饱和蒸汽压=101.3，=39.0。故顶部压强为kPa气相体积流量液相体积流量1、 初估塔径为确保设计有效，应取塔内气液两相载荷最大区域为设计截面，故以塔釜上侧塔板为设计截面。初选板间距；选取板上清液层高度为。则 查史密式关联图得：查化工工艺手册得知，110.6时，由公式空塔气速取安全系数为0.6，则有塔径按规范圆整为1.4m。故实际操作空塔气速为：2、确定溢流方式为提高传热和传质效果，降低液面落差，减少倾向性漏液的可能性，查取塔板溢流方式选择表确定为单溢流方式。3、溢流装置设计溢流堰：取堰长，计算堰上清液层高度：，查液流收缩系数图得E=1.06。则故堰高 降液管底隙和凹形受液盘：弓形降液管底隙高度可由经验公式确定凹形受液盘的深度选50mm。 降液管：宽度和面积计算，由，查降液管面积和宽度表得： 校核液体在降液管中停留时间：4、塔板布置 取入出口安定区宽度。塔板结构采用分块式塔板，查取塔板分块参考表得知分块数为4，分别为两侧与边梁搭接的弓形板、中间为便利检修的通道板和矩形板。其中：矩形板：短边长度统一规定为420mm，长边尺寸为通道板：短边长度统一规定为400mm，长边尺寸同上。弓形板：长边尺寸同上，矢高为=浮阀数和排列方式：拟选型浮阀，浮阀数计算公式为 根据采用叉排时，相邻两阀中吹进气流搅拌液层的相互作用较顺排显著，鼓泡较为均匀，接触效果好，因此，浮阀在板上的排列选用叉排且为便于分块式塔板布阀采用等腰三角形排布，阀孔间距t采用75mm；排间距采用105mm。由于将对该设计进行负荷性能校核，故流体力学验算可以略去。对塔釜上侧板块进行负荷性能较核1、液相负荷下限线（干堰线） 为防止干堰必须有当，可画线。2、气相负荷上限线对一般常压大塔塔而言，约为(8082)。将代入泛点率两个计算公式得线为 再由，代入数据画线。3、液泛线液泛线反映当降液管中的清夜层高度恰好等于（即发生液泛）时气液两相流量间的函数关系：代入数据化简得：通过设Ls，代入上式计算对应的Vs，则可得一一对应的坐标点，从而作出液泛线。附表二LsVs 4、液相负荷上限线液相负荷上限线反映当液体在降液管中停留时恰好为35s（即将发生气沫夹带）时对应液流量，由公式，可画出线。5、 气相负荷下限线（漏液线）该线反映漏液量达10%时的气液两相流量间的定量关系。由于漏液量为10时，阀孔动能因数为56，故由公式代入数据可解得画出线。综上即可作出塔釜上侧塔板负荷性能图，见设计附图。在负荷性能图中作出提馏段操作点（0.0085，1.618），基本居于线所围成区域中间范围。操作弹性 符合弹性34的要求。同上在塔板结构参数不变下，作出精馏段的操作点（0.00355，1.516），该点居于所围区域内，可以满足生产要求。但略偏于线，即易干堰，可缩小堰长和塔径的比例为0.6（也即）适当改观居中情况。由此可以推广至全塔。调整结构后的顶部塔板的负荷性能图见设计附图。1、接管规格进料管规格 回流管规格顶部蒸汽排出管规格釜液排出管规格塔釜蒸汽进口管规格2、塔顶捕沫器与塔顶分离空间设定为拦截塔顶气相中的液滴，在塔顶气相出口需设置有捕沫器。捕沫器通常是在一上下带外丝扣的空筒内用金属丝网卷制充填，上丝扣与气相出口管螺纹连接，下丝扣与镂空的填料压盖螺纹连接。直径比蒸汽出口管略大即可。塔顶分离空间需考虑顶部的椭圆封头占据的高度，和回流液进口、人孔等占据的高度等来设定。3、人孔 人孔数按照每68块塔板设置一个，以和塔顶、加料板、塔釜必设置人孔的原则确定。数目为？，人孔直径为？mm，（人孔最小尺寸按照450mm确定，过大会影响塔体强度）并采用开孔补强来减少因开孔对塔体强度的影响。考虑到人孔的尺寸、强度和进出方便等，对人孔所在的板间距进行放大到？mm。4、塔釜分离空间高度塔釜分离空间高度的设定主要考虑以下几点：塔釜椭圆封头、液位计、釜底蒸汽进口、人孔和其它测量仪表等占据的高度来设定（通常要求精馏塔停车后底流排放时间为40min左右）。5、裙座视具体情况参照化工设备设计基础教材确定。附表三 浮阀塔结构参数一览表名称精馏段提馏段塔径（m）1616板间距（m）0505溢流方式单溢流方式单溢流方式塔板数（块）2525出口堰高度（mm）25.925.9出口堰长度（m）0.960.96弓形降液管宽度（m）0.160.16弓形降液管底隙高度（mm）19.919.9凹形收液盘深度（mm）5050浮阀数（个/每板）230230塔板分块数44通道板尺寸（mm）12244001224400矩形板尺寸（mm）12244201224420弓形板尺寸（mm）1224354.51224354.5进料管规格、个数1085回流管规格183顶部蒸汽排出管规格377釜液排出管规格159塔釜蒸汽进口管规格377塔顶捕沫器规格500人孔数和规格4506裙座2512塔高（m）17.5541.基本数据的查取苯的定性温度 自附录查得苯在定性温度下的物性数据为r831.3kg/m3，m=0.37410-3Pas，C=1.835kJ/kg，l=0.1295W/m。冷却水进口温度取夏季水温30，根据设计经验，选择冷却水温升为8，则其出口温度为38水的定性温度 自附录查得水在定性温度下的物性数据为r910 kg/m3，m0.17810-3Pas，C4.335 kJ/kg，l0.683W/m， Pr=4.98。2流径的选择为了利用壳体散热，增强冷却效果，决定苯走壳程，水走管程。3热负荷的计算因换热过程为冷却过程，故热负荷应取热流体苯的放热量。又因为对该过程而言，热损失越大越有利于冷却，所以在确定冷却水用量时可不考虑热损失。Q=qm,hCh(T1T2)=130001.835(170-143.7)|3600 =4.135102kW冷却水用量kg/s4传热温度差计算依照前言中的加热方案，该原料预热器拟采用U形管式换热器。故传热推动力如下：先求逆流时的平均温度差：计算R和P 由R和P查图4-9a，0.950.8，故选用单壳程、偶数管程可行。Dtm=Dtm0.9594.589.75选K值，估算传热面积参照表4-4，取K=450W/m2m26初选换热器型号 由于两流体温差小于50，可选用固定管板式换热器，由固定管板式换热器的标准系列，初选换热器型号为：G10001.6170。主要参数如下表：外壳直径4000mm公称压力4.0MPa公称面积12.9m2实际面积11.022 m2管子规格252.5mm管长3000mm管子数28管程数4管子排列方式正方形管程流通面积0.0048m2管间距32mm采用此换热器，则要求过程的总传热系数为W/m21、核算压降（1）管程压降Ft1.4 Ns1 Np4管程流速 m/s对于钢管，取管壁粗糙度e0.1mm e/d=0.1/20=0.005查莫狄图，得0.037 PaPaPa（2）壳程压降Fs1.15 Ns1管子为正三角形排列 F0.4D/t1=0.4/0.0321=11取折流挡板间距h=0.1m，则NB=(L/h)1=(3/0.1)1=29Ao=h(Dncdo)=0.1(0.4110.025)0.0125m2壳程流速 m/sfo5.0Reo0.228=5.0(2.41104)0.228=0.501 PaPaPa10kPa可知，管程和壳程压降都能满足工艺要求。8核算传热系数（1）管程对流传热系数W/m2（2）壳程对流传热系数（凯恩法）由于换热管采用正三角形排列，故m壳程苯被冷却，取jw=1.05=751.1W/m2（3）污垢热阻 参照表4-5，管内外污垢热阻分别取为Rsi=0.9104m2/W Rso=1.72104m2/W（4）总传热系数 忽略壁面热阻，则总传热系数为 527.9W/m2因K计/K需527.9/4501.17（在1.11.25之间），故所选换热器是合适的。选型设计结果：选用U型管式换热器，型号：U400-4.012.9。设计附图清单（一律用autoCAD绘制）：（1）苯-甲苯系统的t-x-y关系曲线图（并标注有原料液的沸点、塔顶操作温度、塔釜操作温度查取标记）；（2）最小回流比确定和理论塔板数计算图（在同一个x-y坐标系中表示）；（3）精、提馏段的负荷性能图并标注精、提馏段的稳定操作区域和操作弹性计算点（在同一页面上显示两图）；（4）绘制浮阀塔的总装配图（包括设备主图、塔板分块结构总装图精、提馏段分别在对应主图的位置绘出，进出口接管图等，参见化工设备机械基础）参考文献国家医药管理局上海医药设计院，化工工艺设计手册(下册)，北京，化学工业出版社，1985.7张洪流，化工原理（上册），上海，华东理工大学出版社，2006.11张洪流，化工原理（下册），上海，华东理工大学出版社，2006.11张洪流，流体流动与传热，北京，化学工业出版社，2002.6结束语综上所述，本设计方案是符合实际的，设计结果基本可以满足江华化工厂苯甲苯分离系统的工艺要求，并且操作弹性大、分离性能好、造价相对较低，符合最优化生产要求。毕竟是初次设计，遇到了一些难以解决的问题对于我们来说在所难免。例如，以塔釜上侧塔板为设计板面确定的塔板结构参数在向全塔推广时，靠近塔顶塔板负荷性能图中的操作点向左偏移，这意味着精馏段易发生“干堰”现象。虽缩小堰长占塔径的比例但收效甚微，从而为塔设备生产安全带来隐患。其根本办法唯通过减小塔径来解决，但其结果将导致精馏段与提馏段塔径不一，即异径塔，这样不但会降低塔体强度，而且会增加精馏塔自身建造的成本费用。若时间充裕，可适当缩小提馏段的直径，这样便可两全其美。此为设计遗憾之一。 短短两周的化工原理设计即将结束，对于我们而言，经过这次设计让我们懂得只有靠自己的努力建立起的知识系统才能解决在设计以和我们即将面临的实战中发挥作用，有志者事竟成，谨以此表达对本次提供重大帮助的张洪流教授的崇高谢意！安徽理工大学课程设计（论文）成绩评定表学生姓名： 学号： 专业班级： 课程设计题目：苯甲苯精馏塔工艺设计与原料液预热器选型设计 指导教师评语： 成绩： 指导教师： 二八年七月十一日